（化工过程机械专业论文）波纹竖管内降落液膜的蒸发传热与流体力学性能.pdf

无津科技大学硕十学位论文 摘要 本文将波纹管作为加热元件应用于降膜蒸发器，建立了波纹管降膜蒸发 器蒸发浓缩实验装置，并以葡萄糖溶液为介质，进行了蒸发浓缩实验。对浓 缩过程中液膜的流动性能、传热性能进行了理论分析和实验研究，分析了一 些主要操作参数对传热系数的影响，并对结构参数不同的两根波纹管的传热 性能进行了比较。 本文考虑了管内降膜蒸发过程中二次蒸汽剪应力以及圆管曲率对液膜流 动及传热的影响，在液膜层流流动蒸发过程中，通过对管内的降落液膜进行 理论分析，建立了液膜层流流动下数学模型和经验关联式；对液膜湍流流动， 在u e d a 涡流粘度表达式的基础上，考虑二次蒸汽剪应力对降落液膜流动及传 热的影响，建立了在整个液膜上连续的涡流粘度表达式；根据管内液膜流动 的动量方程和能量方程得出湍流过程中波纹管内液膜蒸发传热分系数的理论 模型；得出适合于波纹管湍流降膜蒸发分系数的数学计算式；同时得出了波 纹管湍流降膜蒸发传热分系数准数关联式。实验结果表明，准数关联式预测 值与实验值吻合较好，对实际应用具有一定的参考价值。 关键词：波纹管 降膜蒸发 传热性能 液膜流动 葡萄糖溶液 天津科技大学硕士学位论文 a b s t r a c t w es t u d i e dt h ee v a p o r a t i v eh e a tt r a n s f e rc h a r a c t e f i s t i c so faw a v yw a l lt u b e t h a tw a sa p p l i e dt oaf a l l i n gf i l me v a p o r a t o ra st h eh e a t i n gt u b ef o rg l u c o s e c o n c e n t r a t i o n w ed e s i g n e da n db u i l tas e to fe x p e r i m e n te q u i p m e n to ft w ow a v y t u b ee v a p o r a t o r s e x p e r i m e n t a ls t u d ya n dt h e o r e t i c a la n a l y s i so nt h eh e a tt r a n s f e r a n dh y d r o d y n a m i c sc h a r a c t e r i s f i c so ft h en e we v a p o r a t o rw e r ec a r r i e do u t t h e r e l a t i o n s h i p sb e t w e e n t h eh e a tt r a n s f e rc o e f f i c i e n t sa n dt h eo p e r a t i o n a lp a r a m e t e r s w e r ea n a l y z e da n dt h eh e a tt r a n s f e rc h a r a c t e r i s t i c so ft w ow a v yt u b e so fd i f f e r e n t d i m e n s i o n p a r a m e t e r s w e r ec o m p a r e di nt h i sp a p e r t h ee f f e c t so fi n t e r f a c i a ls h e a rs t r e s sa n ds u r f a c ec u r v a t u r eo nt h ef l o wa n d h e a tt r a n s f e rw e r et a k e ni n t oa c c o u n ti nt h ee v a p o r a t i v ef a i l i n gf i l mi n s i d ea v e r t i c a lw a v yw a l lt u b eh e a t e db yc o n d e n s i n gs t e a mo u t s i d et h et u b e d i f f e r e n t m a t h e m a t i c a lm o d e li st h e o r i z e da c c o r d i n gt ot h ed i f f e r e n tf l o wr e g i m e s i nt h e l a m i n a rf l o wr e g i m e ，aa n a l y t i c a lm a t h e m a t i c a lm o d e li so b t a i n e db ya n a l y z i n gt h e f i l mf l o w i n gi nt h en e we v a p o r a t o r w i t hav i e wt oi n t e r r a c i a ls h e a rs t r e s s ，w es e tu pa e d d y v i s c o s i t y f u n c t i o nb a s e do n e x p e r i m e n t a l l y m e a s u r e d p r o f i l e s f o r m p u b l i s h e db y u e d ae ta 1 i nt u r b u l e n tf l o wr e g i m e t h i s e d d y - v i s c o s k y f u n c t i o nw a s c o n t i n u o u st h r o u g ht h ee n t i r ef a l l i n gf i l ma n dc o n v e n i e n tt oc a l c u l a t e ，a n dt h e o r e t i c a lm o d e l a n dm a t h e m a t i e a lc o r r e l a t i o no fh e a tt r a n s f e re o e f f i c i e n tw a sf o u n d e db a s e do nm o m e n t u m e q u a t i o na n de n e r g ye q u a t i o ni n t h i sf i e l d a tt h es a m et i m e ，t h eh e a tt r a n s f e rc o r r e l a t i o n so f w a v y w a l lt u b ee v a p o r a t o ra r eo b t a i n e di nb o t hf i e l d s t h es t u d yi n d i c a t e st h a tt h et h e o r e t i c a l m o d e l sa n dc o r r e l a t i o n so f h e a tt r a n s f e rc o e f f i c i e n to ft h en e we v a p o r a t o ra r ei n g o o d a g r e e m e n t w i t ht h ee x p e r i m e n t a lr e s u l t sa n dc a l lf a c i l i t a t et h ee n g i n e e r i n gd e s i g n k e yw o r d s ：w a v y w a l lt u b e f a l l i n g f i l me v a p o r a t i o n h e a tt r a n s f e rc h a r a c t er i s t i c s f a l l i n g f i l mf l o w g l u c o s e 天津科技大学硕士学位论文 1 前言 液膜传热是强化传热的方法之一，对于管内液膜传热的管式蒸发器目前 常用的有升膜蒸发器和降膜蒸发器。降膜蒸发器是1 9 世纪末发展起来的一种 高效蒸发器，它具有以下特点：1 壁面对液膜的传热强度高；2 料液在换热表 面上的停留时间短，能防止产品的热分解，适合于加工热敏性物料；3 其最佳 工作条件是在低温差工况下，这样不仅可以减少热敏性物料的分解或烧焦的 危险，而且可利用生产上最廉价的载热体( 低压废气、热水等) 作为热源， 另外还适合与热泵配套使用组成封闭系统，循环利用热能，提高能源的利用 率；4 降膜蒸发设备的液膜流量易于调整，操作稳定可靠，易于实现自动化控 制过程。因此降膜蒸发器早已广泛地应用于化工、轻工、食品、制药、海水 淡化及污水处理等行业。 研究者们致力于开发研制传热效率高、体积小的蒸发设备。本文在竖直 管降膜蒸发器的基础上开发了波纹竖管降膜蒸发器。这种降膜蒸发器与竖直 管式降膜蒸发器的最大不同之处在于加热管的形状不同，用波形加热管替代 传统的普通直加热管。波纹管的传热面要比相同直径直管的大，并且波形表 面对液膜的流动以及传热都将产生影响，致使传热效率提高。 无论是对降膜蒸发器进行设计还是进行蒸发工艺流程的改进，都必须进 行蒸发传热计算。为了预计管式降膜蒸发器的传热性能，人们已经进行了大 量的实验研究和理论分析。但是他们的研究大多是针对竖直管式降膜蒸发器， 主要涉及小型设备、便于机理性研究的管外降膜蒸发传热实验研究。c h u n 和 s e b a n 【1 j 提出的关联式，便是小型设备上的管外降膜蒸发的实验结果，其蒸发 量较小，而工业上应用的降膜蒸发器，多为管内蒸发，而且蒸发量较大。 d u k l e r 2 j 在降膜蒸发传热的理论分析解中用数值法求解基本方程，得到了传热 系数与液膜雷诺数关系的一系列图表，但因d u k l e r 的查图法较繁琐，一些参 数难以计算，故使用起来不方便。 本文在接近工业应用的条件下对波纹管内降落液膜蒸发传热进行了实验 研究和理论分析，实验介质采用葡萄糖溶液。本文在u e d a 涡流粘度表达式的 基础上，考虑了二次蒸汽对涡流粘度的影响，建立了适用于管式降膜蒸发的 涡流粘度表达式，并对波纹管内降落液膜蒸发传热的层流和湍流区域分别建 立了数学模型。因考虑到管式降膜蒸发过程中二次蒸汽对降膜蒸发传热的影 响，以及管径和波纹管上波纹对流动和传热系数的影响，所得的理论模型比 较复杂，数值计算过程中只能采用计算机进行求解。为给以后的计算带来方 便，本文又在理论模型的基础上，根据实验数据回归成工业上实用、计算简 便的准数经验关联式，为工业应用提供了参考依据。 z 文献综述 2 文献综述 2 1 竖管降膜蒸发器与降膜蒸发传热研究概况 竖管降膜蒸发器具有传热效率高、持液量小、无静压损失和在小传热温 差下能够获得很高的传热系数等优点。对于热敏性物料、粘度大、容易产生 泡沫物料的蒸发更具有显著效果l ”。管式降膜蒸发器就其结构而言，相当于立 式固定管板式列管换热器，只是其换热管上部突出于管板一定高度，并在突 出的这部分安装上液体分布器，以使料液在进入蒸发管后能有效地成膜。操 作时，被蒸发的料液从蒸发器的顶部加入并通过液体分布器进入蒸发管，沿 加热管壁在重力和二次蒸汽的拖曳作用下，以膜状均匀向下流动，在流动过 程中吸收加热管壁传递的热量从而使料液达到沸腾气化来实现料液的浓缩， 在其底部获得浓缩液【4 】。这种型式的蒸发器具有传热性能好，蒸发效率高，蒸 发强度大，运行平稳、可靠，结构坚牢，使用寿命长等诸多优点，已广泛地 应用于化工、轻工、医药、冶金、食品加工、海水淡化、污水处理等行业。 2 1 1 竖管降膜蒸发器的特点 同其它形式的蒸发器相比，管式降膜蒸发器具有以下特点f 5 】： ( 1 ) 较高的传热系数，料液沿管壁成膜状流动，液膜很薄且受到液膜流动 状态的影响，有利于液膜与管壁间的传热，使降膜蒸发具有较高的传热系数。 ( 2 ) 传热温差损失小，这主要是因为降膜蒸发器没有液位静压引起的料液 沸点的升高而带来的传热温差的损失。另外，由溶液的蒸汽压引起的料液沸 点升高也较小，易于在小温差下操作。 ( 3 ) 料液在加热管通过时，在加热管壁上停留的时间短，管壁的持液量小， 因此特别适合于热敏性物料的蒸发浓缩。 ( 4 ) 降膜蒸发器适用于处理易起泡的物料，由于液膜均匀分布于管壁，具 有较大的汽化表面积，二次蒸汽中的物沫夹带少，物料损失少。 ( 5 ) 降膜蒸发器适用于蒸发粘度比较大的物料，但不适用于处理易结晶的 物料。当有晶体现象产生时，料液中析出的固体附着在管壁上，将破坏溶液 在管壁上成膜，阻碍热量的传递，从而使传热效率降低。 ( 6 ) 要使料液沿管壁均匀分配，以保证降膜蒸发器正常工作，在加热管顶 部必须设置料液成膜装置( 布液器) 。加热管的垂直度必须严格控制。 2 1 2 竖管降膜蒸发传热研究 ( 1 ) 传热系数模型 降膜蒸发，通常认为是以表面汽化和泡核沸腾的形式进行的 6 】。影响液膜 蒸发传热系数的因素很多，其中有：单位周边液体流量、进料温度、热通量、 蒸发温度、物性参数、蒸发器的几何尺寸、加热表面粗糙度等 ”。 天津科技大学硕二b 学位论文 降膜蒸发的传热机理比较复杂，前人对竖直管式降膜蒸发器作了大量的 研究。但起初他们进行的大多是管外降膜蒸发，或是实验段较短的管内降膜 蒸发，并且忽略了二次蒸汽对降膜蒸发传热的影响，故他们的结果只适用于 二次蒸汽汽速较小的场合。 n u s s e l t l 8 1 假设整个液膜流都是光滑层流，忽略相间剪应力对液膜流动和传 热的影响，在液膜流动过程中只有重力起作用。在此基础上他首先提出了液 膜流动及其传热机理，并建立了光滑层流自由下降液膜的动量和能量方程， 并给出如下膜厚和传热分系数的数学表达式： 6 = ( 竺一) 1 7 3 r e l 7 3 ( 2 - 1 ) 3 9 h + = 1 1 0 r e 1 7 3 f 2 2 ) 式中h + 为无因次传热分系数，定义为： h + = h ( 一) ”3( 2 3 ) k g n u s s e l t 的研究奠定了光滑直立表面液膜传热的理论基础，但由于这一理 论的假设条件与实际情形有别。预计结果与实验值有较大的差异。一般情况 下，理论预计值低于实验结果【9 , 1 0 , 1 1 l 。这是因为当雷诺数很小时，液膜表面即 出现波纹 1 2 】。液膜中除了以分子热传导的热量外，还有由于波纹的搅动作用 产生的对流传热。 m u r t h y 和s a m a 【1 3 1 根据理论分析方法给出了： n 掣t a n 篙0 0 4 黯5 9 p rr e p 4 ， 叫f 0 “2 “6 1 、。 在上式的推导过程中，他们选用了k o s k i e 1 4 】的实验关联式： 6 + = 0 0 5 0 4 r e 7 7 8 ( 2 5 1 因此，得到的传热分系数计算式是半经验一半理论公式。 k a p i t z a 1 5 1 通过研究指出液膜波纹的形成与毛细管力的作用有关。在很低 的雷诺数下，液膜中的毛细管力在数值上即可与粘滞力相比拟，因此波纹在 很低的雷诺数下即会出现，判断液膜出现波纹时的临界雷诺数为： r e w a v e = 2 4 3 k a 。“1( 2 6 ) 式中k a 为k a p i t z a 准数，k a = 兰喜 p a 。 k a p i t z a 通过实验得出的波纹流动时传热分系数比光滑层流时约高2 1 。 g a u a h 和s i d e m a n f l 6 1 、f a g h r i 和s e b a n 1 7 1 考虑了表面波的存在，他们将表 面波纹用r e 和k a 表示。他们得出的结论计算值也比n u s s e l t 的高。 1 9 7 4 年，u e d a 和 a n o k a 1 8 1 提出了层流下液膜无因次传热分系数表达式： h + = 2 2 7 r e ( 2 - 7 ) 2 文献综述 c o l b u m l l 9 】假设在汽液交界面没有切向剪应力的条件下，液膜流动由层流 到湍流过渡的临界雷诺数r e 。，与满管流中的相近约为2 0 0 0 。并提出了以下半 经验关系式： h + ：o 0 5 6 p r l 培r e o 2( 2 - 8 ) 1 9 7 7 年，m u r t h y 和s a r m a l 2 0 1 对湍流降膜传热进行了较为深入的研究，他 们采用修正的涡流粘度表达式： 鱼；0 0 0 8 2 8 1 y * 2 v 生；0 3 6 。+ v ( y + s 3 0 ) ( 2 - 9 ) ( y + 3 0 )( 2 1 0 ) 通过简化获得了充分发展的湍流流动降膜蒸发传热分系数的显式表达式： h + = ) 1 3 5 + 丽1 ( t a n - 1 2 7 3 厄r - t a n - 1 0 4 5 5 厄r 00 0 9+ 志0 p rl n ( 蠡30 ) 1 p r 3 6 ( 2 - 1 1 ) 6 + ：0 1 2 ( 4 o r e + e 2 2 7 r e 7 7 8 )( 2 1 2 ) 他们的理论分析存在三个缺点：( a ) 没有考虑相间剪应力的影响；( b ) 没有计 入液膜表面附近的涡流阻尼：( c ) 他们假定涡流热扩散系数。与涡流粘度s 。相 等。根据近来的边界层理论研究表明s 。与s 。是有差异的【2 1 , 2 2 , 2 3 1 。 m u r t h v 与s a r m a 2 4 】模型的最大优点是以显式形式表示了传热分系数，能 给工程使用带来方便，但没有考虑相界间剪应力，预计的热力发展段远大于 实验值。 c h u n 和s e b a n 1 1 以水为工质，在电加热竖管外进行常压降水膜蒸发，在 p r = 1 7 7 5 7 ，q = 8 2 9 k w m 2 ，r e = 3 2 0 2 1 0 0 对电加热竖管管外降膜传热进行研 究，通过测定热流量、壁温、饱和蒸汽压确定传热系数，实验数据大多在湍 流区。 波纹层流区( r e l 3 2 0 0 ) ： h + ：o 0 0 3 8 r e o4 p r 0 6 5r 2 1 4 1 该实验是在小型设备、便于机理性研究的管外进行的，得出的结论也是 小型设备上的管外降膜蒸发实验结果，没有计入二次蒸汽的影响，故在二次 蒸汽的流动速度较大时，其值比实验值要低。 z a z u l i 2 5 】根据波纹层流理论，考察了大量实验数据后，针对降膜蒸发传热 获得了波纹层流传热分系数的经验关联式： 4 天津科技大学硕士学位论文 h + ：0 7 5 r e o 2 2 ( 2 1 5 ) f a g e r h o l m 2 6 】在长度为0 7 7 5 m 的蒸汽加热管外降膜r 1 1 4 蒸发，在p r = 4 2 ， r e 。= 1 0 0 0 时，得出实验关联式： h + = o 0 2 6 r e o 3 1 ( 2 - 1 6 ) s h m e r l e r 2 7 1 在长度为o 7 8 1 m ，直径为2 5 4 r a m 的电加热管内降水膜蒸发， 在r e = 5 0 0 0 3 7 5 0 0 ，p r = 1 7 5 5 4 时得出实验关联式： h + ：o 0 8 3 8 r e o 3 3 p r 0 。9 1f 2 1 7 1 以上研究得出的传热系数关联式大都没有考虑二次蒸汽对液膜传热系数 的影响，而工业上应用的降膜蒸发器多为长管的管内蒸发，并且蒸发量较大， 此时二次蒸汽的影响是不可忽略的，故将这些结论应用于实际生产中是有一 定误差的。对于长管内的降膜蒸发，即使在较小的热通量下，二次蒸汽的速 度也能达到很高，为此d u k l e r l 2 8 】在降膜传热的理论分析中考虑了二次蒸汽的 剪切力的作用并对液膜的不同流动状态进行较全面分析，d u k l e r 认为液膜中 既不存在真正的层流、也不存在充分发展的湍流，传热研究必须同时考虑层 流和湍流的共同作用，因此，他从理论上提出了一组既包括层流又包括湍流 的方程组，依据r g d e i s s l e r 关于附壁边界层中湍流脉动的方程式，探讨了降 膜蒸发过程的速度分布和温度分布。求解时作了以下假设：通过壁面的热通 量固定不变；液膜的物性不受温度影响；液膜自由表面不存在波纹。d u k l e r 理论的基本方程为： 百= ( 1 a + p e 。) a _ u( 2 1 8 ) 掣 r e ：兰旦r “d y f 2 1 9 1 “j 0 f q = ( k + c p p 。) 等 ( 2 2 0 ) 叫 以上三个方程分别为液膜的动量方程、雷诺数方程和能量方程。 d u k l e r 模型考虑了二次蒸汽速度对液膜流动和传热的影响。从其结果看 出，这一影响是非常显著的。可以说，d u k l e r 的理论分析是降膜蒸发传热研 究的一个重大进展【1 3 】。后来许多研究者都以此作为理论分析和实验结果讨论 的基础【2 9 , 3 0 】。d u k l e r 假定热量传递的涡流热扩散系数e 。与动量方程传递的涡 流粘度s 。相等，借助计算机求解了速度分布、膜厚及局部传热分系数，并将 结果列成图表曲线，但d u k l e r 的查图法较繁琐，一些参数难以计算，故使用 起来不方便。 d u k l e r 直接选用满管流边界层的湍流模型，在不考虑界面波影响的情况 下计入二次蒸汽对流动与传热的影响，但其理论预测值在热通量较小、二次 蒸汽速度不大时比实验值高4 6 3 1 】。c l e g g 3 2 认为其原因是d u k l e r 理论分析 2 文献综述 过高的估计了二次蒸汽速度对传热的影响。但这不是主要原因，本文认为， 其主要原因是d u k l e r 涡流粘度模型选取得不合理。他直接把满管流动中的边 界层方程应用于具有自由表面的降膜流动中，这在壁面附近是合适的。但在液 膜表面附近，由于表面张力的存在抑制了液膜湍动，液膜中的涡流粘度在液 膜中部呈现最大值，在接近自由表面区域，与壁面附近一样，涡流粘度值逐 渐下降。在紧邻自由表面处可能存在一层阻尼膜，通过阻尼膜的传质和传热 只是靠分子扩散，而不可能有对流传递。因此，d u k l e r 对液膜表面附近涡流 粘度值估计过高。 h e r b e r t 列在直径为2 4 0 8 m m ，长度为2 4 4 m 的管外电阻丝加热的管内进 行降膜蒸发传热实验，实验热通量为1 5 8 0 k w m z , r e l = 5 0 0 0 3 0 0 0 0 时的实验关 联式为： h + = 0 8 5 3 9x1 03 r e o 6 5 r 2 2 1 ) f a u a h ，h u n t e ra n dn a s h l 3 4 1 和c o o p e r , d r ea n dm c a d a m s l 3 5 l 对n u s s e l t 的结 果进行了修正，在方程中引入汽一液界面剪应力，但由于他们所得剪应力的 表达式非常复杂，其应用受到限制。 新川正p 6 l 用长为1 2 m ，内径为1 3 4 7 m m 的铜管作为降膜蒸发管，用水及 水一酒精进行管内蒸发，加热介质为蒸汽。因为液膜表面与高速二次蒸汽接 触，受到强烈的向下拽力，改变了液膜的流动特性。因此影响传热的主要因 素是二次蒸汽流，他定义了如下二次蒸汽雷诺数： 4 1 r e v = ；万一2 c 5 瓦 ( 2 2 2 ) 通过实验，对沸点进料的降膜蒸发传热得出如下的准数关联式： 一h d ：0 8 2 r e ，0 4 6p r l ，3 ( 2 2 3 1 k s t r u v e l 3 7 】在长度0 2 5 1 2 5 m ，直径为3 2 m m 的蒸汽加热管内对降膜r l l 蒸发液膜系统进行了研究，在r e 。= 9 0 0 0 ，p r = 4 1 2 时得出关联式： h + = 0 0 0 7 8 r e o 4 1 f 2 - 2 4 ) 他发现所测的局部传热系数取决于流速、热通量和膜厚度。在转变区， h + 取决于充分发展段的长度l ，在充分发展区，h + 与l 无关。 在波纹层流区将实验数据关联为： h + = 0 7 1 ( r “) 1 ”2( 2 2 5 ) 式( 2 2 5 ) 比式( 2 2 4 ) 的n u s s e l t 方程的结果高2 5 - 3 0 。 在转变区，假定在距分布器9 0 c m 后流动充分发展与r e 无关 h + = 0 1 2 + 0 0 6 7 ( l 9 0 、 o 2 l 9 0 0 6 7 h + = o 0 4 5 + 0 1 8 ( l 9 0 ) o 6 7 1 0 ( 2 2 6 ) ( 2 2 7 ) ( 2 - 2 8 ) 天津科技大学硕士学位论文 在湍流区：h + = o 0 1 4 ( r u ) o 4 1 ( 2 2 9 ) m u r t h y 与s a r m a 采用从他们自己的气体吸收实验室得到的湍流气液界面 模型，计a - - 次蒸汽剪力，但却不能预测c h u n 和s e b a n 的实验数据，尤其 p r 较小时，他们认为这可能是中间区域s 。选择不当。因此m u r t h y 和s a r m a 的理论仍不完善。 f u j i t a 和u e d a ”】在电加热管内( d = 1 6 r a m ，l = 0 6m l m ) 当p r = 1 8 - 2 0 ， q = 3 0 7 0 k w m 2 ，r e = 7 0 0 - 9 1 0 0 ，p r = 1 7 5 时以水作为工质对管内降落液膜进行 了实验研究并得出如下关联式： h + = 6 o 1 0 “r e 。4 ( 2 - 3 0 ) 其关联式计算结果比c h u n 和s e b a n 1 1 的关联式高1 0 。 s c h n a b e l 和s c h l u n d e r 1 0 】综合分析了几位研究者的数据得出： h l a + = 1 4 2 8 7 r e 加r e 3 2 0 0 f 2 3 2 1 h + = ( h l a + ) 2 + ( h t u r + ) 2 】1 2 4 0 0 r e 0 3 2 0 0 ( 2 - 3 3 ) 而a s b l a d 1 3 1 在长度为2 1 6 m ，直径为2 6 r a m 的电加热管内降膜r 1 2 蒸发， 在p r = 5 4 ，r e = 2 0 0 0 1 8 0 0 0 时得出： h + = 0 0 2 7 r e o 2 3 ( 2 - 3 4 ) 近年来，对于竖直管降膜蒸发传热国内也进行了大量的实验和理论研究。 邓鸿，林载祁【3 9 】在蒸发管直径为中2 8 x 3 r a m ，有效加热长度为1 5 5 m 垂直管 内进行了降膜蒸发实验，在热通量为q = 1 0 9 0 k w m 2 、传热温差为t ：2 1 5 。c 、 液体雷诺数为r e l = 2 0 0 0 1 0 0 0 0 范围内，计入管内二次蒸汽的影响，得出了 垂直管内降膜蒸发传热系数关联式： h + = 0 0 0 4 9 r e v o1 6 4 r e l o _ 2 2 p r l 倍 f 2 - 3 5 1 该实验结果及h e r b e r t 等人的管内降膜实验结果与d u k l e r 的不同b 值下的 理论线及h u b b a r d 等人考虑出的结果趋势一致，而与c h u n 和s e b a n 的值差别 较大，尤其是在二次蒸汽雷诺数较大时差别很明显，这说明由于二次蒸汽的 影响，管内降膜蒸发传热系数h + 随液体雪诺数r e l 的变化规律与管外的不甚 相同。将该实验数据与d u k l e r 的考虑了蒸发量及汽速影响的理论解加以比较 可以看出，d u k l e r 的理论值也要比本实验值高7 0 1 8 0 ，可能是因为d u k l e r 的理论解过高估计了低汽速下二次蒸汽的作用。 赵起【40 j 以蒸汽加热在内径为2 2 r a m ，长度为4 m 的长直管中进行了降水膜 蒸发，也计入二次蒸汽及液体和汽体的物性对液膜传热的影响，在 q = 1 0 8 0 k w m 2 ，r e j = 2 0 0 0 1 0 0 0 0 实验条件下得出实验关联式： h + = 2 1 7 1 0 _ = r e 。o 拍r e l “p r o 。5 ( ui u 。) o ”f f l y 肺1 1 0 1 2 f 2 3 6 1 本实验结果与h e r b e r t 的结果较接近。在蒸汽雷诺数较高的情况下，本实 2 文献综述 验值较c h u n 和s e b a n 的实验值高，这也是因为c h u n 和s e b a n 的实验为管外 降膜蒸发，汽速很小，相间剪切力也很小。 邓鸿将实验关联式与赵起长蒸发管实验数据进行比较，在t = 3 6 和 a t = 7 0 。c 两种传热温差下，实验数据相互吻合。 综上所述，对降膜蒸发传热性能，前人已做了大量的实验研究和理论分 析，并取得了长足的进展。但因这些理论都是在一定的假设下完成的：忽略 二次蒸汽的影响，或忽视表面波和表面张力的存在及液膜雷诺数对传热的影 响，其应用就受到限制。而他们的实验多数是在小型设备上完成的，对于工 业上实际应用的管内蒸发，由于管子较长，蒸发量较大，汽速的影响尤为明 显，故这一方面的研究还有待于更进一步。 ( 2 、涡流粘度系数模型 在湍流液膜传热中，人们为涡流粘度表达式的确立进行大量的研究。根 据湍流能量方程求解湍流降膜传热系数，涡流粘度的准确性对传热系数的结 果有很大的影响。在研究涡流粘度的过程中，一般的研究工作者将液膜分成 两个区域或三个区域来讨论。如果是两个区域，则整个液膜由靠近壁面处的 近壁区域和靠近自由表面的外部区域组成。如果是三个区域则分成壁面区域、 中间区域和自由表面区域三个部分。 u e d a 4 1 瞎假设涡流粘度在整个液膜上是连续的。他们通过对开口槽内流 动水膜的实验测量得到连续的涡流粘度表达式： e 。v ；妙+ ( 1 一_ )( 2 3 7 ) 式中：k 是v o n k a r m a n 常量，k = 0 4 0 结果表明，在中心区涡流粘度达到最大值，而在表面下降到零。对此， 他们试图用表面波动与内部湍动的相互作用进行解释，但自由表面附近他们 的模型计算值比实验数据有些偏高。 m u d a w a r 4 2 】用u e d a 测定的槽口渠流表面的s 。分布考虑汽液界面，构造了 统一的a 。表达式，但其理论值在湍流较大时与实际偏差较大，且未考虑二次 蒸汽剪力。将利用该模型所得降膜蒸发传热分系数与实验结果相比，可以发 现，该模型应用在低湍流区非常成功。他们认为，在低湍流区，k a 准数对降 膜蒸发传热系数影响很大，而建立在r e 和p r 准数上的通用关联式仅适用于 高湍流区。 m u d a w w a r 和，e 1 m a s t i l 4 3 】将u e d a 的结果推广到降膜蒸发传热中，得到涡 流粘度模型：0 5 y + s 6 + 等一o “。s j ，+ 4 k 1 2 y + 2 0 一菩) 2 ( 1 - - e x p c 一篆。一章”c ，一半) ) 2 ， ( 2 3 8 ) 天津科技大学硕士学位论文 ：等( 2 - 3 9 ) p = 1 4 e x p ( 一1 5 了) + 0 6 6 ( 2 - 4 0 ) o 式中：k l = o 4 0 ；a + = 2 6 s e b a n 应用修正的v a nd r i e s t 式表达近壁区，而用从汽体吸收实验得出 的修正涡流扩散系数表达汽液界面区，将整个液膜分成- - = k ，但这一模型没 有考虑汽液界面剪应力，在p r = 5 7 时与实验数据差别较大。 h u b b a r d 利用气体吸收到湍流液膜时的质量扩散结果，考虑自由表面对湍 流的抑制，假定一个固定的湍流s c h m i d t 准数，按气体吸收的质量传递关系式， 得到分别考虑壁面区域和自由表面区域的涡流粘度表达式。按此假设，得到 降膜蒸发湍流模型： 0s ) ，+ s y 。 e 。”= - 0 5 + 。5 i y + 2 y + 一) y + y + s6 + 量：些型里嬖( 6 + 一) + ) ：( 2 - 4 1 ) 1 ，k a6 “、 7 p r t = 0 9 ，1 0 ，1 1 ；k a = 0 4 ；a + = 2 6 ；m = 6 9 5 1 0 2 该模型最大的特点是将液膜的近壁面区域和液膜的自由表面区 域分开考虑其涡流粘度模型。 对于饱和液膜蒸发，y i h & l i u 4 5 】的模型包括了经过修正的v a nd r i e s t 修 正因子，也计入了自由液面存在汽流剪应力的影响，适用性大。 当y 6 0 6 时 一y + ( 三) 1 7 2 罟一0 5 + o 5 ( 1 + 0 6 4 y + 2 考( 1 _ e x p ( a ) 1 ，2 v r ( 2 4 2 ) y 6 0 6 后，t 致y 6 = 0 6 。式中a + 2 5 1 ，= e x p ( 3 1 6 6 ( 1 一t i t 。) ) ，湍流普 朗特数为： 睇i e = 五1 - e 而x p ( - 而y + ( v 瓦v w 阿) i z 而a + ) ( 2 4 3 ) e l e x p ( 一y + ( r r 。) “2 b + ) 2 文献综述 式中： j ? + = p r 一1 7 2 c ；( 1 。g 。p r ) 一1 c ，= 0 9 6 ，c 2 = 2 8 9 7 ，c 3 = 3 3 9 5 ，c f 6 3 3 ，e s = 一1 1 8 6 k a r a p a n t s i o n s ( 1 9 8 9 ) 【4 6 】对涡流粘度进行了深入的研究，认为液膜的波动破 坏了液膜自由表面的抑制作用，而可以将液膜当成二个区域看待。这就否定 了以汽体吸收理论来处理自由表面区域的“吸收型”模型的观点。 m i l l sa n dc h u n g 在文献 2 3 1 中选用原始的v a nd r i e s t 模型： s ：。丢 1 + l + 0 6 4 y * 2 0 一e x p ( - y + 2 2 6 ) fj ，2 1 ( 2 - 4 4 ) 式中： 6 ：无因次涡流粘度。 在与实验结果比较时，他们发现该式过高地估计了近壁处的涡流粘度值 2 3 】【2 4 】。 于是，1 9 7 6 年m i l l sa n dc h u n g 又与h u b b a r d 合作，在他们前面研究的基础上， 进行了进一步的研究工作。将修正的v a nd r i e s t 4 7 模型用于近壁区域中： 和扣 1 + 0 s 驴唧( _ r 2 惭妒 ( 2 _ 4 s ) 式中： r 。，壁面处的剪应力，n m 2 。 m i l l s ，c h u n ga n dh u b b a r d 考虑了液膜中剪应力的变化对湍动的抑制作 用，用f 肛。来修正原始的v a nd r i e s t 模型。 s e b a n 4 8 】和r o h s e n o w 等 4 9 】对大平板上湍流液膜的模型进行了研究。 d u k l e r l 2 】在0 y + 2 0 的区域内对涡流粘度使用了d e s s i l e r 方程，但d u k l e r 的 分析与涡流粘度分布的不连续性相矛盾，但他的分析后来被s k e l l a n da n d p o f ，a d i c 5 0 】用于假塑性流体的涡流粘度模型中。i r i b a r n e 等【5 1 1 采用s p a l d i n g 5 2 】 的速度分布模型进行过研究。有关这些模型请参照附录。 v a nd r i e s t 关于e 。v 的涡流粘度模型，近年来在解决湍流降膜传热过程 中得到广泛的应用。这主要是因为他通过指数阻尼系数b e x p ( - y + i + ) j 来修 正湍流混合长函数，这样使湍流混合长在接近壁面处为零，其中a + 为实验常 数。他的湍流模型被很多人【5 3 】酬引用去计算降膜传热系数。但有一点应该注 意的是，因没有考虑到自由表面对涡流粘度的影响，所以这个模型只适用于 近壁区域。 最近几年，人们对模型的研究致力于液膜自由表面区域。在近壁区域仍 可使用v a nd r i e s t 模型，而对液膜自由表面区域的研究则要引进不同的涡流粘 度模型。当c h u n & s e b a n 的实验数据于1 9 7 1 年首次公布后，人们才发现以 天津科技大学硕士学位论文 前所有的模型都过高地估计了蒸发传热系数。这个事实激起了很多研究者【2 3 j 1 55 j 通过考虑液膜近自由表面区域的湍动抑制去纠正涡流粘度模型。在他们的模 型中，表面抑制因子通过湍动液膜对气体的吸收引起的质量扩散得到考虑， 整个涡流粘度模型是分别在近壁区域和自由表面区域内建立的。 前面我们综合分析了前人的主要研究成果，尽管所作的工作较多，但往 往由其实验条件所限，如管外布膜或短管降膜实验，或电加热，或者没有考 虑二次蒸汽的影响，或者湍流模型选取不当、计算较繁琐等，使其研究结果 使用起来难以得到满意的结果。特别是在考虑二次蒸汽影响及较高雷诺数情 况下，由于湍动剧烈，表面波动较大，对湍流降膜的研究带来不便。本文利 用前人的结论，对降膜传热和降膜流动重新进行了探讨。 2 2 换热设备强化传热技术 强化传热技术是近年来发展较快的一种新技术，倍受热工届的重视。所 谓的传热过程的强化就是力求使换热器在单位时间内，单位传热面积传热达 到最多。应用强化传热可以实现以下目的【5 6 】： 1 减小设计传热面积以减小设备的体积和重量； 2 提高现有换热器的换热能力； 3 使换热器在较低的温差下工作： 4 减小换热器阻力以减小换热器的动力消耗。 2 2 1 一般换热设备传热过程强化 换热器的强化换热主要分为有功强化和无功强化，有功强化即需要外部 能量来达到强化传热目的，其中包括旋转和振动换热表面、振动载热剂、置 于静电场或电磁中。无功强化换热主要有表面特殊处理、粗糙表面法、扩展 表面法和扰动流体法。根据传热强化过程性质来分，主要为有相变和无相变 强化传热两种。 无相变管壳式换热器传热的强化，可分为管程及壳程两部分，现在也有 不少强化传热管可以同时强化管程及壳程传热。管壳式换热器各种强化结构 虽有不同，但其强化传热机理却大同小异【5 7 】：设法增大通道近壁处边界层内 流体的脉动和紊流热扩散率、增强流体的混合、减薄边界层尤其是粘性底层 的厚度，以获得较大的热流密度来强化对流传热。具体的强化方法有螺旋槽 管、横纹管、缩放管、内波纹外螺纹、波纹管、漩流管、内插物( 常用的内 插物有纽带、静态混合器、螺旋线等) 、花瓣形翅片管、锯齿形翅片管、表面 多孔管和纵槽管。 有相变强化传热较多以有机介质作为研究对象，这主要是因为各种有机 介质的沸腾和冷凝传热系数较低的缘故。沸腾传热的主要形式可分为管外池 沸腾、管外( 或管内) 膜沸腾及管内流动沸腾三类。强化传热的管型很多， 主要有烧结成型的表面多7 l 管、机加工成型的表面多孔管、t 型翅片管及它 2 文献综述 们的改进型，它们都能有效地降低沸腾传热温差，可用于管外池沸腾或膜沸 腾的传热强化。 2 2 2 竖管降膜蒸发强化传热方法 现在人们对降膜蒸发器的研究主要集中在水平管降膜蒸发和各种强化板 式降膜蒸发传热元件。在实际应用中为了节约能源，把热泵用于多效蒸发系 统中也是人们关注的问题。竖管降膜蒸发强化传热的研究较少，主要有： 在垂直加热管内引入饱和蒸汽用于湍流降膜蒸发 5 8 】。引入蒸汽造成管内 液膜湍动，在不提高液膜传热温差的情况下，传热系数提高1 2 1 5 ，液膜 厚度降低了1 0 一2 0 ，并且传热温差越小效果越明显，所以有利于热敏性物 料的浓缩。但是在传热系数提高2 5 时引入蒸汽量时蒸发管产生二次蒸汽量 的三倍，使原先二次蒸汽出口雷诺数由9 7 0 0 升高至2 9 8 0 0 时得到的。 进料方式采用切向分配器1 5 9 】，使液膜沿管壁旋转流动，一方面容易使液 膜均匀，另一方面旋转液膜由于受到离心力的作用，不易发生液泛和液体夹 带，并且传热系数比使用径向分配器时明显提高。此种方法的缺点是液膜的 漩流会沿管长很快衰减【6 ，因此，较短的传热管效果较好，管子的长径比不 宜超过6 0 。 降膜蒸发器的蒸发管采用双面纵槽管【6 “，其断面为锯齿形。溶液经管子 入口分配器后成膜状沿槽面流下，下流的溶液趋向于流向槽谷。在加热时不 仅槽峰的液膜沸腾，槽谷内的液膜也沸腾。槽谷液体沸腾时引起的液膜飞溅， 保持了槽峰的湿润，使槽峰可以继续起沸腾面的作用而不至于“蒸干”，而槽 谷却能使沿管面流下的液膜均匀分布，液膜很薄、从而提高了传热速率。但 蒸汽冷凝侧槽谷处冷凝液膜会较槽峰处厚，热阻也较大。 波纹管降膜蒸发器是近年来在降膜蒸发器强化传热方面的又一创新，它 是将波纹管作为加热管应用到降膜蒸发器中。在波纹管降膜蒸发器中，流体 液膜在沿着连续交替的曲线波纹向下流动的过程中，连续不断地改变压力和 流速，导致湍动的产生和液膜边界层的减薄，从而强化传热。因波纹壁面对 流体流动和传热的影响，为波纹管降膜蒸发器的研究带来一定的复杂性。姜 世楠等【6 2 】通过对波纹管降膜蒸发器的理论研究得出其传热分系数